(57)【要約】  本発明は、低炭素発泡剤の同時生産方法を開示し、１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素を予熱した後に、反応器に投入して、触媒の存在下で反応させ、反応生成物を得て、分離精製して、低炭素発泡剤の製品としてトランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレンを含む。本発明は、プロセスがシンプルで、環境に優しく、生産効率が高く、低コストであるという利点を有する。【選択図】図１
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【特許請求の範囲】
【請求項１】
低炭素発泡剤の同時生産方法であって、
（１）１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素を予熱した後、反応器に投入して、前記１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素のモル比を１：１０〜４０、反応温度を１５０〜４００℃、反応圧力を０．１〜２．０ＭＰａ、材料の空間速度を１０〜１０００ｈ−１にして、触媒の存在下で反応させ、反応生成物を得るステップと、
（２）ステップ（１）で得られた反応生成物を循環塔に投入して、循環塔の塔頂留分と循環塔の塔底成分を得るステップと、
（３）ステップ（２）で得られた循環塔の塔頂留分を塩化水素分離塔に投入して、塩化水素分離塔の塔頂留分と塩化水素分離塔の塔底成分を得るステップと、
（４）ステップ（３）で得られた塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤を抽出塔に投入して抽出し、抽出塔の塔頂成分と抽出塔の塔底成分を得るステップと、
（５）ステップ（４）で得られた抽出塔の塔底成分をアルカリ洗浄した後に精留して、低炭素発泡剤の製品として、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレンを得るステップとを含む、ことを特徴とする低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項２】
ステップ（１）において、前記触媒はＣｒ２Ｏ３／Ｉｎ又はＣｒ２Ｏ３／Ｚｎである、ことを特徴とする請求項１に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項３】
前記Ｃｒ２Ｏ３／Ｉｎ触媒において、Ｉｎの担持量は１〜１０ｗｔ％、前記Ｃｒ２Ｏ３／Ｚｎ触媒において、Ｚｎの担持量は１〜１０ｗｔ％である、ことを特徴とする請求項２に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項４】
ステップ（２）の前記循環塔の塔底成分を反応器に循環させる、ことを特徴とする請求項１に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項５】
ステップ（４）の前記抽出塔の塔頂成分をフッ化水素回収塔に投入して分離し、塔頂留分と塔底成分を得て、塔頂留分を反応器に循環させ、塔底成分を抽出塔に循環させる、ことを特徴とする請求項１に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項６】
ステップ（４）において前記抽出剤は水である、ことを特徴とする請求項１に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項７】
ステップ（４）において、前記塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比は１：０．１〜２．５である、ことを特徴とする請求項１に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【請求項８】
ステップ（４）において、前記抽出塔の温度は０〜２８℃、圧力は０．１〜１．０ＭＰａである、ことを特徴とする請求項１に記載の低炭素発泡剤の同時生産方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は低炭素発泡剤の技術分野に関し、具体的には、低炭素発泡剤の同時生産方法に関する。
【背景技術】
【０００２】
ＨＣＦＣ、ＨＦＣに基づく化学品は、特に冷媒、エアロゾル推進剤、発泡剤および溶媒を含む多くの異なる工業的用途に広く使用されている。しかしながら、ほとんどのＨＣＦＣのオゾン層破壊効果やＨＦＣの温室効果は非常に深刻である。そのため、ＨＣＦＣおよびＨＦＣを代替するために、より環境にやさしい代替品が開発された。たとえば、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロペン（Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ））、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロペン（Ｒ−１２３４ｚｅ（Ｅ））および１,１,１,４,４,４−ヘキサフルオロプロピレン（Ｒ−１３３６ｍｚｚ（Ｚ））などは現在最も有望な低炭素発泡剤であり、冷蔵庫、冷凍庫、ウォーターディスペンサー、自動車用空調機、セントラルエアコン、冷凍倉庫、商業冷凍機、氷水機、アイスクリーム機、冷凍凝縮ユニットなどの冷凍機器の断熱材に広く使用されているとともに、冷媒、エアロゾル推進剤、医療用エアロゾル、殺虫剤噴射剤、マグネシウム合金の保護ガスなどにも適用できる。
【０００３】
低炭素発泡剤は、一般的に、塩素含有オレフィンまたは塩素含有炭化水素と無水フッ化水素を原料として、フッ化触媒を用いて製造される。反応した材料はＨＣ１塔に入り、ＨＣ１を分離された後、相分離器に入り、フッ化水素と有機物を分離され、分離されたＨＦはリサイクルのために反応器に戻す。相分離後、有機物相におけるフッ化水素酸から共沸精留によりフッ化水素をさらに回収するが、有機物粗製品とフッ化水素は一定の共沸性を有するので、有機物粗製品には未だ分離されていないＨＣ１とＨＦが含まれ、この部分のＨＣ１およびＨＦは有機物粗製品とともに水・アルカリ洗浄システムに入り吸収されて大量の廃酸を生成し、水・アルカリ洗浄システムからの気相生成物を乾燥させて精留し、低炭素発泡剤製品を得る。そのため、低炭素発泡剤の製造において、ＨＣ１およびＨＦを含む多量の無駄な廃酸が生成されることが分かる。
【０００４】
例えば、２０１５年６月３日公開の発明の名称が「Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ）とフッ化水素の分離」である中国特許第１０２３６１８４２Ｂ号明細書の発明は、Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ）を、ＨＦの共沸混合物または共沸様混合物との組合せから分離する方法に関する。該方法は、冷液相分離および複数の共沸蒸留システムを用いる。しかしながら、本発明は以下の欠点を有する。（１）反応には液相触媒フッ化を用いるため、反応液のコークス形成や炭素蓄積が発生して、触媒が不活性化されやすくなり、一旦触媒が不活性化されると、触媒の処理により大きな環境問題を引き起こす。（２）冷液相分離に必要な相分離装置が大きいため、ＨＦ量が多い場合、この装置は重大な危険の発生源となり、安全性上のリスクが大きい。
【０００５】
２０１６年１月２０日公開の発明の名称が「トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロペン（Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ））の連続低温生産方法」である中国特許第１０３１８９３３９Ｂ号明細書において、触媒を使用せずに連続反応を行ってＲ−１２３３ｚｄ（Ｅ）を製造する方法が開示されている。ハイドロフルオロオレフィン、特にＲ−１２３３ｚｄ（Ｅ）の製造のための統合システムも開示されている。該生産方法は６つの操作段階を含む。（１）ＨＦにより１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパン（Ｒ−２４０ｆａ）のフッ化反応（連続またはセミバッチ方式）を行い、副生成物ＨＣ１および生成物Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ）を同時に得る。（２）未反応Ｒ−２４０ｆａ、ＨＦ及び十分にフッ化されていない副生成物を一緒に（１）に循環させる。（３）副生成物ＨＣ１を分離して精製する。（４）過剰のＨＦを分離して（１）に戻す。（５）最終生成物Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ）を精製する。および、（６）副生成物であるシス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロペン（Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｚ））をＲ−１２３３ｚｄ（Ｅ）に異性化して、プロセスの収率を最大にする。しかしながら、この発明は、以下の欠点を有する。（１）かかる反応は液相反応であり、触媒を添加しないと、反応速度が低く、より多くの反応器が必要となり、工業化には多くの計器と制御バルブが必要であるため、複雑になり、反応器の体積が大きく、生産能力が低く、エネルギー消費量が高い。（２）ＨＦ酸を回収するために硫酸が使用されるが、廃酸を処理しにくく、生産プロセスにおいて環境の問題を引き起こすことがある。（３）当該発明により製造された製品は比較的単一でＲ−１２３３ｚｄ（Ｅ）だけであり、且つ生産されるＲ−１２３３ｚｄ（Ｚ）を異性化してＲ−１２３３ｚｄ（Ｅ）にするのに別の反応器が必要である。
【０００６】
また、２０００年７月２０日公開の発明の名称が「１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン（Ｒ−２４５ｆａ）の精製方法」である米国特許第６０７７９８２号明細書に記載の方法は、塩素ガスを添加して反応させる方法によってＲ−２４５ｆａにおけるＲ−１２３３ｚｄを除去する方法を開示している。Ｒ−２４５ｆａの精製についての課題を解決したが、該方法は、大量のＲ−１２３３ｚｄを無駄にし、多くの高沸点物を生成し、廃気・廃水・固形廃棄物の処理の問題が深刻である。
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【０００７】
本発明は、従来技術の欠点を克服して、プロセスがシンプルで、環境に優しく、生産効率が高く、低コストである低炭素発泡剤の同時生産方法を提供する。
【課題を解決するための手段】
【０００８】
上記技術的問題を解決するために、本発明に使用される技術案は以下のとおりである。低炭素発泡剤の同時生産方法であって、
（１）１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素を予熱した後、反応器に投入して、前記１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素のモル比を１：１０〜４０、反応温度を１５０〜４００℃、反応圧力を０．１〜２．０ＭＰａ、材料の空間速度を１０〜１０００ｈ−１にして、触媒の存在下で反応させ、反応生成物を得るステップと、
（２）ステップ（１）で得られた反応生成物を循環塔に投入して、循環塔の塔頂留分と循環塔の塔底成分を得るステップと、
（３）ステップ（２）で得られた循環塔の塔頂留分を塩化水素分離塔に投入して、塩化水素分離塔の塔頂留分と塩化水素分離塔の塔底成分を得るステップと、
（４）ステップ（３）で得られた塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤を抽出塔に投入して抽出し、抽出塔の塔頂成分と抽出塔の塔底成分を得るステップと、
（５）ステップ（４）で得られた抽出塔の塔底成分をアルカリ洗浄した後に精留して、低炭素発泡剤の製品として、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン（Ｒ−１２３４ｚｅ（Ｅ））、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン（Ｒ−１２３４ｚｅ（Ｚ））、１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン（Ｒ−２４５ｆａ）、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン（Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｅ））、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン（Ｒ−１２３３ｚｄ（Ｚ））を得るステップとを含む。
【０００９】
本発明の好適な実施形態として、ステップ（１）において、前記触媒は、好ましくは、Ｃｒ２Ｏ３／Ｉｎ又はＣｒ２Ｏ３／Ｚｎである。
【００１０】
本発明の好適な実施形態として、前記Ｃｒ２Ｏ３／Ｉｎ触媒において、Ｉｎの担持量は、好ましくは、１〜１０ｗｔ％（ｗｔ％、質量百分率含有量）、前記Ｃｒ２Ｏ３／Ｚｎ触媒において、Ｚｎの担持量は、好ましくは、１〜１０ｗｔ％である。
【００１１】
本発明の好適な実施形態として、ステップ（２）の前記循環塔の塔底成分を反応器に循環させる。
【００１２】
本発明の好適な実施形態として、ステップ（４）の前記抽出塔の塔頂成分をフッ化水素回収塔に投入して分離し、塔頂留分と塔底成分を得て、塔頂留分を反応器に循環させ、塔底成分を抽出塔に循環させる。
【００１３】
本発明の好適な実施形態として、ステップ（４）において、前記抽出剤は、好ましくは、水である。
【００１４】
本発明の好適な実施形態として、ステップ（４）において、前記塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比は、好ましくは、１：０．１〜２．５である。
【００１５】
本発明の好適な実施形態として、ステップ（４）において、前記抽出塔の温度は、好ましくは、０〜２８℃、圧力は、好ましくは、０．１〜１．０ＭＰａである。
【００１６】
本発明は、プロセスパラメータの調整により複数の低炭素発泡剤製品を１セットの装置で製造することができ、且つフッ化水素と塩化水素を含む粗製品からフッ化水素を回収することができるため、粗製品に含まれる少量の十分に分離されていない塩化水素およびフッ化水素がリサイクルできないという問題を解決し、回収されたフッ化水素はさらなる使用のために反応器に戻すことができ、製造コストを低減することができる。
【発明の効果】
【００１７】
従来技術に比べて、本発明の利点は以下のとおりである。
（１）プロセスがシンプルで、柔軟に操作でき、１セットの装置で１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン製品を同時に生産することができ、市場状況に応じて製品比率を柔軟に調整して、柔軟に生産することが可能である。
（２）環境にやさしく、粗製品に含まれる少量の十分に分離されていない塩化水素及びフッ化水素がリサイクルできないという問題を解決し、抽出後の生成物におけるフッ化水素の含有量は０．１％未満になり、回収されたフッ化水素はさらなる使用のために反応器に戻すことができ、製造コストや酸排出量を削減させる。フッ化水素回収塔の塔底成分は抽出剤としてリサイクルすることができるため、後続のアルカリ洗浄に用いるアルカリの量や抽出時の抽出剤の量を減らし、アルカリ洗浄による排水量を大幅に削減することができる。
（３）生産効率が高く、本発明に使用される気相反応プロセスは、液相反応プロセスに存在するリスクを効果的に解決し、触媒活性に優れて、寿命が長いという利点を有する。
（４）低コストで、本発明の操作条件が温和で、装置への投資が少なく、エネルギー消費量が低く、処理量が大きく、大規模な工業的生産に適する。
【図面の簡単な説明】
【００１８】
【図１】本発明のプロセス図である。
【発明を実施するための形態】
【００１９】
図１に示されるように、本発明のプロセスでは、１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素を予熱した後に、反応器１に投入して、触媒の存在下で反応させ、１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、塩化水素、未転化原料である１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパン及びフッ化水素を含有する混合物を得る。反応器１で得られた混合物を循環塔２に投入して、循環塔２の塔頂留分は１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、塩化水素及び少量のフッ化水素を含有する混合物、循環塔２の塔底成分は、１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素の混合物である。塔底で得られた１,１,１,３,３−ペンタクロロプロパンとフッ化水素の混合物を反応器１に循環させる。循環塔２の塔頂留分を塩化水素分離塔３に投入して、塩化水素分離塔３の塔頂留分は塩化水素、塩化水素分離塔３の塔底成分は、１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン及び少量のフッ化水素を含む混合物である。塩化水素分離塔３の塔底成分と抽出剤を抽出塔５に投入して抽出し、抽出塔５の塔頂成分であるフッ化水素と抽出剤を、フッ化水素回収塔４に投入して分離し、フッ化水素回収塔４の塔頂留分であるフッ化水素を、反応器１に循環させ、フッ化水素回収塔４の塔底成分である抽出剤を、抽出塔５に循環させ、抽出塔の塔底成分は１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン、トランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン、シス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン、トランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレンを含む混合物である。抽出塔の塔底成分をアルカリ洗浄塔６に投入してアルカリ洗浄した後、順次第１精留塔７、第２精留塔８、第３精留塔９及び第４精留塔１０で精留して、第１精留塔７の塔頂でトランス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン製品、第２精留塔８の塔頂でシス−１,３,３,３−テトラフルオロプロピレン製品、第３精留塔９の塔頂で１,１,１,３,３−ペンタフルオロプロパン製品、第４精留塔１０の塔頂でトランス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン製品、第４精留塔１０の塔底でシス−１−クロロ−３,３,３−トリフルオロプロピレン製品を得る。
【００２０】
以下、実施例にて本発明についてさらに詳細に説明するが、本発明は前記実施例に制限されない。
【実施例１】
【００２１】
まず、Ｃｒ２Ｏ３／Ｉｎ触媒（Ｉｎの担持量３ｗｔ％）１００ｍｌを反応器に投入し、続いて、反応器を３５０℃に加温し、ＨＦと窒素を投入して活性化を行った。ＨＦ流量：１００ｇ／ｈ、窒素流量：１．５Ｌ／ｍｉｎ、活性化時間５０時間。
次に材料を投入して反応させ、ＨＦとＲ−２４０ｆａを予熱した後に反応器に投入して、ＨＦとＲ−２４０ｆａのモル比を１０：１、反応器温度を１５０℃、反応圧力を０．３ＭＰａ、空間速度を１００ｈ−１、塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比を１：０．１、抽出塔の温度を２５℃、圧力を０．１ＭＰａに制御した。反応器の出口での生成物をサンプリングして、ガスクロマトグラフィーにより有機物の組成を分析して、表１に示した。抽出塔の塔底の排出管路からサンプリングして分析したところ、フッ化水素の含有量は０．１％であった。
【００２２】
【表１】
2019531358.tif 000003
【実施例２】
【００２３】
まず、Ｃｒ２Ｏ３／Ｚｎ触媒（Ｚｎ担持量３ｗｔ％）１００ｍｌを反応器に投入し、続いて、反応器を３５０℃に加温し、ＨＦと窒素を投入して活性化を行った。ＨＦ流量：１００ｇ／ｈ、窒素流量：１．５Ｌ／ｍｉｎ、活性化時間５０時間。
次に材料を投入して反応させ、ＨＦとＲ−２４０ｆａを予熱した後に反応器に投入して、ＨＦとＲ−２４０ｆａのモル比を１５：１、反応器温度を２００℃、反応圧力を０．５ＭＰａ、空間速度を３００ｈ−１、塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比を１：１．０、抽出塔の温度を１５℃、圧力を０．５ＭＰａに制御した。反応器の出口での生成物をサンプリングして、ガスクロマトグラフィーにより有機物の組成を分析して、表２に示した。抽出塔の塔底の排出管路からサンプリングして分析したところ、フッ化水素の含有量は０．０５％であった。
【００２４】
【表２】
2019531358.tif 000004
【実施例３】
【００２５】
まず、Ｃｒ２Ｏ３／Ｉｎ触媒（Ｉｎ担持量５ｗｔ％）１００ｍｌを反応器に投入し、続いて、反応器を３５０℃に加温し、ＨＦと窒素を投入して活性化を行った。ＨＦ流量：１００ｇ／ｈ、窒素流量：１．５Ｌ／ｍｉｎ、活性化時間５０時間。
次に材料を投入して反応させ、ＨＦとＲ−２４０ｆａを予熱した後に反応器に投入して、ＨＦとＲ−２４０ｆａのモル比を２０：１、反応器温度を２５０℃、反応圧力を０．８ＭＰａ、空間速度を５００ｈ−１、塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比を１：０．５、抽出塔の温度を１０℃、圧力を０．３ＭＰａに制御した。反応器の出口での生成物をサンプリングして、ガスクロマトグラフィーにより有機物の組成を分析して、表３に示した。抽出塔の塔底の排出管路からサンプリングして分析したところ、フッ化水素の含有量は０．０８％であった。
【００２６】
【表３】
2019531358.tif 000005
【実施例４】
【００２７】
まず、Ｃｒ２Ｏ３／Ｚｎ触媒（Ｚｎ担持量７ｗｔ％）１００ｍｌを反応器に投入し、続いて、反応器を３５０℃に加温し、ＨＦと窒素を投入して活性化を行った。ＨＦ流量：１００ｇ／ｈ、窒素流量：１．５Ｌ／ｍｉｎ、活性化時間５０時間。
次に材料を投入して反応させ、ＨＦとＲ−２４０ｆａを予熱した後に反応器に投入して、ＨＦとＲ−２４０ｆａのモル比を２５：１、反応器温度を３００℃、反応圧力を１．０ＭＰａ、空間速度を８００ｈ−１、塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比を１：２．０、抽出塔の温度を０℃、圧力を１．０ＭＰａに制御した。反応器の出口での生成物をサンプリングして、ガスクロマトグラフィーにより有機物の組成を分析して、表４に示した。抽出塔の塔底の排出管路からサンプリングして分析したところ、フッ化水素の含有量は０．０１％であった。
【００２８】
【表４】
2019531358.tif 000006
【実施例５】
【００２９】
まず、Ｃｒ２Ｏ３／Ｉｎ触媒（Ｉｎ担持量７ｗｔ％）１００ｍｌを反応器に投入して、続いて、反応器を３５０℃に加温し、ＨＦと窒素を投入して活性化を行った。ＨＦ流量：１００ｇ／ｈ、窒素流量：１．５Ｌ／ｍｉｎ、活性化時間５０時間。
次に材料を投入して反応させ、ＨＦとＲ−２４０ｆａを予熱した後に反応器に投入して、ＨＦとＲ−２４０ｆａのモル比を３０：１、反応器温度を３５０℃、反応圧力を１．５ＭＰａ、空間速度を１０００ｈ−１、塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比を１：１．２、抽出塔の温度を１２℃、圧力を０．５ＭＰａに制御した。反応器の出口での生成物をサンプリングして、ガスクロマトグラフィーにより有機物の組成を分析して、表５に示した。抽出塔の塔底の排出管路からサンプリングして分析したところ、フッ化水素の含有量は０．０７％であった。
【００３０】
【表５】
2019531358.tif 000007
【実施例６】
【００３１】
まず、Ｃｒ２Ｏ３／Ｚｎ触媒（Ｚｎ担持量５ｗｔ％）１００ｍｌを反応器に投入し、続いて、反応器を３５０℃に加温し、ＨＦと窒素を投入して活性化を行った。ＨＦ流量：１００ｇ／ｈ、窒素流量：１．５Ｌ／ｍｉｎ、活性化時間５０時間。
次に材料を投入して反応させ、ＨＦとＲ−２４０ｆａを予熱した後に反応器に投入して、ＨＦとＲ−２４０ｆａのモル比を４０：１、反応器温度を４００℃、反応圧力を１．７ＭＰａ、空間速度を９００ｈ−１、塩化水素分離塔の塔底成分と抽出剤の質量比を１：１．５、抽出塔の温度を５℃、圧力を０．７ＭＰａに制御した。反応器の出口での生成物をサンプリングして、ガスクロマトグラフィーにより有機物の組成を分析して、表６に示した。抽出塔の塔底の排出管路からサンプリングして分析したところ、フッ化水素の含有量は０．０３％であった。
【００３２】
【表６】
2019531358.tif 000008
【符号の説明】
【００３３】
１  反応器、２  循環塔、３  塩化水素分離塔、４  フッ化水素回収塔、５  抽出塔、６  アルカリ洗浄塔、７  第１精留塔、８  第２精留塔、９  第３精留塔、１０  第４精留塔
【図１】
2019531358.tif 000009
【国際調査報告】
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